CN104593062A

CN104593062A - 一种渣油加氢处理和催化裂化联合加工方法

Info

Publication number: CN104593062A
Application number: CN201310528629.9A
Authority: CN
Inventors: 施瑢; 戴立顺; 刘涛; 牛传峰; 邵志才; 董凯; 邓中活
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2013-10-31
Filing date: 2013-10-31
Publication date: 2015-05-06
Anticipated expiration: 2033-10-31
Also published as: CN104593062B

Abstract

本发明提供了一种渣油加氢处理和催化裂化联合加工方法，包括将含有渣油和加氢后催化裂化重柴油的原料油和氢气与渣油加氢催化剂接触反应，并从得到的反应混合物中分离出渣油加氢尾油；将渣油加氢尾油与催化裂化催化剂接触反应，并从得到的催化裂化产物中分离出催化裂化重柴油；将催化裂化重柴油和氢气与柴油加氢催化剂接触反应，得到加氢后催化裂化重柴油，将加氢后催化裂化重柴油用于配制原料油。本发明的方法能有效地减少加氢反应器后部床层的积炭量，延长渣油加氢装置的操作周期。并且，本发明的方法能够大幅降低进料粘度，提高反应物的扩散能力和脱杂质反应的速度，促进沥青质的转化，降低加氢生成油中的硫、镍、钒含量。

Description

一种渣油加氢处理和催化裂化联合加工方法

技术领域

本发明涉及一种渣油加氢处理和催化裂化联合加工方法。

背景技术

在原油资源日趋紧张、国际油价飙升以及油品质量和节能环保要求日益苛刻的形势下，石油的深加工已成为最直接的节约资源的手段。我国已大量进口中东高硫原油以弥补石油资源的不足，如何更经济、更有效地加工高硫、高金属渣油已成为我国炼油技术开发中的战略问题。渣油加氢-催化裂化（RHT-RFCC）组合技术是渣油加工技术中近年来发展较快的技术，也是最有效的渣油转化技术之一，它可以从渣油中获得更多的轻质油品。在传统的RHT-RFCC技术中，由于RFCC回炼油中含有大量多环芳烃，因而造成轻油收率低，生焦量大，增加了再生器负荷，降低了RFCC装置的处理量及经济效益。

针对这一问题，CN1165601C公开了一种渣油加氢处理与重油催化裂化联合方法。该方法将渣油、油浆蒸出物、催化裂化重循环油、任选的馏分油一起送入加氢处理装置，在氢气和加氢催化剂的存在下进行加氢反应；反应所得的生成油蒸出汽柴油后，渣油加氢尾油与任选的减压瓦斯油一起进入催化裂化装置，在裂化催化剂存在下进行裂化反应；反应所得重循环油进入渣油加氢装置，油浆经蒸馏分离出残余物后，油浆的蒸出物循环至加氢装置。该方法能将油浆和重循环油转化为轻质油品，提高了汽油和柴油的收率。

CN1191334C公开了一种渣油加氢、催化裂化与柴油加氢脱芳烃联合的方法。该方法将渣油、重循环油、任选的油浆蒸出物进行渣油加氢反应，得到气体、石脑油、加氢柴油和渣油加氢尾油；渣油加氢尾油和任选的减压瓦斯油进入催化裂化装置进行催化裂化反应，得到干气、液化气、汽油、催化裂化柴油、重循环油和油浆，其中，重循环油循环至渣油加氢反应器，油浆外甩出装置或经蒸馏分离出残余物后将蒸出物返回至渣油加氢反应装置；加氢反应所得气相物流和催化裂化柴油、任选的加氢柴油在柴油加氢条件下进行反应，分离产物得到柴油产品，分离出的气体经净化、升压后返回渣油加氢反应器。该方法能改善渣油加氢装置操作，降低柴油芳烃含量，提高轻油收率。

但是，现有的渣油加氢-催化裂化组合技术中，仍然存在渣油加氢反应器后部催化剂床层积炭严重的问题，影响装置的操作周期。

发明内容

本发明的目的在于克服现有的渣油加氢-催化裂化组合技术中，渣油加氢反应器后部催化剂床层的积炭比较严重，影响渣油加氢装置操作周期的技术问题，提供一种渣油加氢和催化裂化联合加工方法，该方法能够降低加氢反应器后部床层的积炭量，延长渣油加氢装置的操作周期。

本发明提供了一种渣油加氢处理和催化裂化联合加工方法，该方法包括以下步骤：

（1）在渣油加氢处理条件下，将原料油和氢气与渣油加氢催化剂接触，将接触得到的加氢混合物分离成为气相物流和液相物流，从所述液相物流中分离出渣油加氢尾油，所述原料油含有渣油和加氢后催化裂化重柴油；

（2）在渣油催化裂化条件下，将所述渣油加氢尾油与催化裂化催化剂接触，得到催化裂化产物，从所述催化裂化产物中分离出催化裂化重柴油；

（3）在柴油加氢精制条件下，将所述催化裂化重柴油和氢气与柴油加氢催化剂接触，得到加氢后催化裂化重柴油，将所述加氢后催化裂化重柴油送入所述步骤（1）中用于配制所述原料油。

根据本发明的方法能够有效地减少渣油加氢反应器后部床层的积炭量，延长渣油加氢装置的操作周期。

并且，本发明的方法在渣油原料中加入加氢后催化裂化重柴油，能够大幅降低进料粘度，提高反应物的扩散能力和脱杂质反应的速度，促进沥青质的转化，降低加氢生成油中的硫、镍和钒含量；或者在保证加氢生成油性质不变的前提下，大幅提高原料空速，提高装置的处理能力。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1用于说明本发明的方法的一种工艺流程。

具体实施方式

步骤（1）中，所述原料油中加氢后催化裂化重柴油的含量可以根据渣油的性质进行选择。根据本发明的方法将加氢后催化裂化重柴油与渣油混合，即使添加较少量的加氢后催化裂化重柴油，也能大幅降低渣油的粘度，并降低加氢反应器后部催化剂床层的积炭量。因而，本发明的方法不会明显降低装置的处理量以及装置输出的液体产物量。本发明中，以所述原料油的总量为基准，所述加氢后催化裂化重柴油的含量优选为3-20重量%，更优选为5-15重量%；所述渣油的含量优选为80-98重量%，更优选为85-95重量%。

步骤（1）中所述渣油加氢催化剂可以为常用的各种对渣油加氢处理具有催化作用的催化剂。一般地，步骤（1）中所述渣油加氢催化剂可以包括载体以及负载在所述载体上的第VIB族金属和第VIII族金属。所述第VIB族金属优选为钼和/或钨，所述第VIII族金属优选为钴和/或镍。所述载体可以为加氢催化剂领域中的常规选择，例如可以为常见的耐热多孔无机氧化物，所述耐热多孔无机氧化物是指最高使用温度不低于600℃的多孔无机氧化物。具体地，所述载体可以为氧化铝、氧化硅和无定形硅铝中的一种或多种。所述第VIB族金属和第VIII族金属的负载量可以为常规选择。

所述原料油和氢气与所述加氢催化剂的接触可以在常见的各种反应器中进行，如固定床反应器、移动床反应器或沸腾床反应器。

在本发明的一种优选实施方式中，所述原料油和氢气与所述加氢催化剂的接触在固定床反应器中进行，以物料的流动方向为基准，装填在所述固定床反应器中的加氢催化剂依次包括加氢保护剂、加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂。以所述加氢催化剂的总量为基准，所述加氢保护剂的含量为2-20重量%，优选为3-10重量%；所述加氢脱金属催化剂的含量为20-65重量%，优选为40-50重量%；所述加氢脱硫催化剂的含量为15-75重量%，优选为40-50重量%。

在该优选的实施方式中，以所述加氢保护剂的总量为基准，所述第VIB族金属的含量优选为1-8重量%，所述第VIII族金属的含量优选为0.2-2重量%。以所述加氢脱金属催化剂的总量为基准，所述第VIB族金属的含量优选为5-15重量%，所述第VIII族金属的含量优选为0.5-5重量%。以所述加氢脱硫催化剂的总量为基准，所述第VIB族金属的含量优选为8-20重量%，所述第VIII族金属的含量优选为2-8重量%。

根据该优选的实施方式能够更好的脱除渣油原料中的杂质，并达到装填在反应器中的系列催化剂同步失活的效果。

所述加氢处理条件可以为常规选择。一般地，氢分压可以为5-22MPa，优选为8-18MPa；温度可以为330-450℃，优选为350-420℃。所述原料油的体积空速可以根据原料油的性质进行选择，一般可以为0.1-3h^-1，优选为0.2-2h^-1。氢气与所述原料油的体积比可以为350-2000Nm³/m³，优选为400-1200Nm³/m³。

可以采用常用的方法将加氢混合物分离成为气相物流和液相物流。例如，可以将加氢混合物在高压热分离罐中进行分离，从而得到气相物流和液相物流。

可以采用常用的各种方法从液相物流中分离出渣油加氢尾油。所述渣油加氢尾油一般为加氢混合物中沸点（1标准大气压下）为高于350℃的组分。根据本发明的方法，根据需要，还可以分离出所述液相物流中的加氢石脑油和加氢柴油，并将分离出的加氢石脑油和加氢柴油输出。一般地，可以通过将所述液相物流进行常压蒸馏，从而分离出所述液相物流中的气体产物、加氢石脑油、加氢柴油和渣油加氢尾油。其中，所述气体产物可以作为制氢原料或混入炼厂气中，所述加氢石脑油可以作为重整或制乙烯装置的原料，所述加氢柴油是理想的柴油产品调和组分。

根据本发明的方法可以在常见的各种渣油催化裂化条件下，将渣油加氢尾油与催化裂化催化剂接触，从而得到催化裂化产物。在本发明的一种优选的实施方式中，在MIP催化裂化工艺条件下，将渣油加氢尾油与催化裂化催化剂接触，从而得到催化裂化产物。所述MIP催化裂化工艺条件是指多产异构烷烃的催化裂化工艺条件。MIP技术对于重油的加工能力强，产物中的干气和油浆产率下降，但是得到的柴油的密度高且十六烷值低（一般为低于20），如果单独进行加氢处理，氢耗大，成本高。本发明的方法将催化裂化重柴油进行过加氢精制后送入渣油加氢处理步骤（即，步骤（1））中与渣油混合进行加氢，不仅能够改善催化裂化柴油（特别是催化裂化重柴油）的品质，降低催化裂化柴油的密度，提高十六烷值；而且能够获得更好的渣油加氢处理效果。

所述MIP催化剂裂化工艺是本领域所公知的，以首先使裂化原料与催化裂化催化剂进行以裂化为主的反应，接着使得到的油剂混合物进行以氢转移和异构化为主的反应为特征，其中，以裂化为主的反应一般在较高的温度和较大的剂油比下进行，以氢转移和异构化为主的反应一般在较低的反应温度下进行且反应时间也更长。

具体地，可以将渣油加氢尾油与催化裂化催化剂在510-650℃接触0.5-2秒，接着将得到的油剂混合物在420-550℃反应1.5-20秒。其中，催化裂化催化剂与渣油加氢尾油的重量比（即，剂油比）可以为常规选择。本发明中，所述剂油比优选为3-15：1。

MIP催化裂化工艺一般在包括第一反应区和第二反应区的反应器中进行，以物料在反应器中的流动方向为基准，所述第一反应区位于所述第二反应区之前，所述第一反应区用于进行以裂化为主的反应，所述第二反应区用于进行以氢转移和异构化为主的反应。所述反应器可以为提升管反应器和/或流化床反应器，优选为提升管反应器。所述提升管反应器可以为等直径提升管反应器，也可以为变径提升管反应器。在所述反应器为提升管反应器时，可以使用水蒸汽作为提升介质，水蒸汽的用量可以为常规选择。一般地，水蒸汽与渣油加氢尾油的重量比（即，水油比）可以为0.03-0.3：1。

另外，对于MIP催化裂化工艺及其操作条件，本领域技术人员也可以参考例如CN1076751C公开的内容。

在渣油加氢尾油与催化裂化催化剂接触得到的是油剂混合物时，可以采用本领域常用的各种方法将所述油剂混合物进行油剂分离，从而得到催化裂化产物。具体地，例如：可以将得到的油剂混合物用旋风分离器进行分离，从而得到积炭的催化裂化催化剂和催化裂化产物。得到的积炭的催化裂化催化剂可以经汽提后进行再生并循环使用。

步骤（2）中所述催化裂化催化剂可以为各种对渣油催化裂化反应具有催化作用的催化剂。具体地，步骤（2）中所述催化裂化催化剂可以包括沸石、耐热无机氧化物以及任选的粘土，以所述催化裂化催化剂的总量为基准，所述沸石的含量可以为1-50重量%，所述耐热无机氧化物的含量可以为5-99重量%，所述粘土的含量可以为0-70重量%。

所述沸石可以为中孔沸石和/或大孔沸石。优选地，所述沸石含有中孔沸石和大孔沸石，以所述沸石的总量为基准，所述中孔沸石的含量可以为20-80重量%，所述大孔沸石的含量可以为20-80重量%。所述中孔沸石和大孔沸石的种类可以为常规选择。一般地，所述中孔沸石可以为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述ZSM系列沸石具体可以为但不限于ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48以及其它具有类似结构的沸石中的一种或多种。所述中孔沸石也可以含有常见的各种改性元素。所述改性元素可以为非金属改性元素和/或金属改性元素，所述非金属改性元素如磷，所述金属改性元素如铁、钴和镍中的一种或多种。所述大孔沸石可以为Y型沸石中的一种或多种，例如可以为超稳Y沸石和/或高硅Y沸石。

所述耐热无机氧化物是指在氧气或含氧气氛下，分解温度不低于300℃（例如：分解温度为300-1000℃）的无机含氧化合物。所述耐热无机氧化物可以为常用的各种适于作为粘结剂将沸石粘结在一起的耐热无机氧化物。具体地，所述耐热无机氧化物可以为氧化铝、氧化硅、氧化钛和氧化镁中的一种或多种。优选地，所述耐热无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。

所述粘土可以是各种天然和/或人工合成的、经或不经各种化学和/或物理方法处理的通常用作裂化催化剂的粘合剂的粘土，如高岭土和/或多水高岭土（即，埃洛石）。

步骤（2）中所述催化裂化催化剂还可以为从常规催化裂化装置（如FCC装置）中卸出的平衡催化剂。

可以采用常用的各种方法从所述催化裂化产物中分离出催化裂化重柴油。具体地，可以将所述催化裂化产物进行蒸馏切割，从而得到所述催化裂化重柴油。所述催化裂化重柴油的起始切割温度点（1标准大气压下）不低于180℃，终馏切割温度点（1标准大气压下）不高于360℃，优选所述催化裂化重柴油的起始切割温度点为240℃以上。尽管催化裂化重柴油的起始切割温度点越低，与渣油混合后能够获得更好的降低粘度的效果，但是与将起始切割温度点为低于260℃的催化裂化重柴油加氢后与渣油混合相比，在其余条件相同的条件下，将起始切割温度点为260℃以上的催化裂化重柴油加氢后与渣油混合，能够获得更好的渣油加氢处理效果。因此，本发明的方法中，所述催化裂化重柴油的起始切割温度点更优选为260℃以上。

根据本发明的方法，还可以分离出催化裂化产物中除催化裂化重柴油外的其余组分，例如干气、丙烯、丙烷、C4烃、催化裂化汽油、催化裂化轻柴油和催化裂化油浆，并将这些组分输出。所述催化裂化汽油和催化裂化轻柴油的馏程可以为本领域的常规选择，没有特别限定。所述催化裂化油浆可以直接输出，也可以将所述催化裂化油浆进行蒸馏除去残留物后，将蒸出物送入步骤（2）中与渣油加氢尾油混合，并将得到的混合物与渣油催化裂化催化剂接触，以降低渣油加氢尾油的粘度。

步骤（3）中所述柴油加氢催化剂可以为柴油加氢处理中常用的各种催化剂。

在本发明的一种优选实施方式中，步骤（3）中所述柴油加氢催化剂为从渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫催化剂和/或加氢脱残炭催化剂。将从渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫催化剂和/或加氢脱残炭催化剂作为柴油加氢催化剂对催化裂化重柴油进行加氢处理，不仅能够实现废弃催化剂的再利用，而且能够有效地降低催化裂化柴油中的硫氮含量；更重要的是，在从渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫催化剂和/或加氢脱残炭催化剂的存在下，将催化裂化重柴油进行加氢，得到的加氢后催化裂化重柴油中的芳烃含量仍然较高，使得加氢后催化裂化重柴油更适于作为渣油加氢的供氢溶剂，获得更好渣油加氢处理效果。

根据本发明，从渣油加氢装置中卸出的加氢脱硫催化剂和加氢脱残炭催化剂的积炭量为16重量%以下时，卸出的加氢脱硫催化剂和加氢脱残炭催化剂可以直接用作柴油加氢催化剂，因而更为环保，同时也更加节能。所述炭含量是采用红外吸收法测定的，具体操作为：将待测催化剂与助熔剂一起放入高频感应炉中，在氧气存在下进行燃烧，生成的CO₂气体流经红外吸收池，从而确定待测催化剂中的炭含量。

在该优选的实施方式中，所述柴油加氢催化剂优选为步骤（1）所述渣油加氢催化剂中的加氢脱硫剂和/或加氢脱残炭剂。根据本发明的方法能够有效地降低渣油加氢反应器后部的积炭量，从渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫剂和/或加氢脱残炭剂一般为16重量%以下，因此步骤（1）所述渣油加氢催化剂中的加氢脱硫剂和/或加氢脱残炭剂就可以直接用作所述柴油加氢催化剂。

根据本发明的方法，催化裂化重柴油加氢处理（即，步骤（3））中使用的氢气可以为各种来源的氢气。由渣油加氢处理步骤（即，步骤（1））得到的气相物流为富含氢气的气流，因此在本发明的一种优选的实施方式中，步骤（3）中的至少部分氢气由渣油加氢步骤中分离出的气相物流提供，优选全部氢气由渣油加氢步骤中分离出的气相物流提供。步骤（1）分离出的气相物流可以直接与催化裂化重柴油混合后与柴油加氢催化剂接触，以对催化裂化重柴油进行加氢处理。在实际操作中，可以在渣油加氢装置的气相物流管路上增设柴油加氢反应器，将渣油加氢步骤输出的气相物流送入所述柴油加氢反应器中，作为柴油加氢的氢源。

催化裂化重柴油和氢气与柴油加氢催化剂接触得到的混合物经分离出气相物质后，即可得到加氢后催化裂化重柴油。分离出的气相物质经净化（一般为脱除H₂S）和升压后，可以送入渣油加氢处理步骤中循环使用。

所述柴油加氢精制条件可以为常规选择。优选地，所述柴油加氢精制条件可以为：温度310-410℃，优选340-380℃；氢分压9-19MPa，优选12-16MPa；氢气与所述催化裂化重柴油的体积比（即，氢油比）为300-1500Nm³/m³，优选400-800Nm³/m³；所述催化裂化重柴油的体积空速为0.3-3h^-1，优选0.8-2h^-1。

本发明的方法可以对各种来源的渣油进行处理，所述渣油例如可以为常压渣油和/或减压渣油。本发明的方法特别适于对性质较为恶劣的减压渣油进行处理。

图1示出了根据本发明的方法的一种典型的工艺流程。需要说明的是，以下结合图1所描述的工艺流程为本发明的方法稳定运行之后的工艺流程。

如图1所示，将渣油原料、加氢后催化裂化重柴油以及氢气混合，并将得到的混合物经管线1送入渣油加氢反应器2中，在渣油加氢处理条件下与渣油加氢催化剂接触。

接触得到的混合物经管线3进入热高压分离器4中进行分离，得到第一气相物流和液相物流。所述液相物流经管线5进入常压分馏塔6中进行分离，分别得到气体产物、加氢石脑油、加氢柴油和渣油加氢尾油，其中，气体产物、加氢石脑油和加氢柴油分别经管线7、8和9出装置。

将渣油加氢尾油通过管线10送入催化裂化反应器11中，在渣油催化裂化条件下与催化裂化催化剂接触，将接触得到的催化裂化产物进行分离，得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻柴油、催化裂化重柴油和催化裂化油浆，其中，干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻柴油和催化裂化油浆分别经管线12、13、14、15和17出装置。

热高压分离器4分离出的第一气相物流经管线18与来自管线16的催化裂化重柴油混合，并经管线19进入柴油加氢反应器20中，与柴油加氢催化剂接触。得到的反应混合物经管线21进入高压分离器22中，分离得到为液相产物的加氢后催化裂化重柴油和第二气相物流。所述加氢后催化裂化重柴油经管线27与新鲜渣油混合后作为原料油进入渣油加氢反应器2中。第二气相物流净化后，经管线23进入循环氢压缩机24升压后，经管线26与来自管线25的新氢混合后与原料油混合进入渣油加氢反应器2。

根据本发明的方法能够获得以下效果。

（1）降低渣油加氢反应器后部催化剂的积炭量，获得更好的加氢处理效果，同时还能延长渣油加氢催化剂的使用寿命，延长渣油加氢装置的操作周期。

（2）采用MIP工艺对渣油加氢尾油进行催化裂化时，本发明的方法一方面能改善催化裂化柴油（特别是催化剂裂化重柴油）的性质，另一方面还能改善渣油加氢处理步骤的进料性质，能够获得更好的渣油加氢处理效果。

（3）本发明的方法中，催化裂化柴油加氢所用的柴油加氢催化剂可以为从渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫催化剂和/或加氢脱残炭催化剂，不仅能够降低催化裂化重柴油中的硫氮含量，实现废弃催化剂的再利用，而且加氢后催化裂化重柴油中的单环芳烃含量较高，能够获得更好的渣油加氢处理效果；另外，从采用本发明的方法的渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫催化剂和/或加氢脱残炭催化剂可以不经再生而直接用作所述柴油加氢催化剂，一方面使得本发明的方法更为环保，另一方面能够降低运行成本。

（4）实际操作中只需在渣油加氢反应器的气相物流输送管路上设置催化裂化重柴油加氢反应器，将渣油加氢处理步骤中得到的富含氢气的气相物流作为氢源即可，无需对现有的装置进行大的改造即可实施。

以下实施例将对本发明作进一步说明，但并不因此限制本发明的内容。

以下实施例和对比例中，催化裂化试验所使用的催化裂化催化剂由中石化催化剂分公司齐鲁催化剂厂生产，商品牌号为MLC-500。

以下实施例和对比例中，催化裂化试验在包括反应区I和反应区II的提升管反应器中进行，以物料在反应器中的流向为基准，反应区I位于反应区II之前；柴油加氢精制试验在固定床反应器上进行。

实施例1-5用于说明本发明的方法。

实施例1

本实施例中，渣油加氢试验在双管反应器中进行，以物料的流向为基准，在第一反应器（简称一反）中依次装填加氢保护剂和加氢脱金属催化剂，在第二反应器（简称二反）中装填加氢脱硫催化剂，三者的重量比为4.8：47.6：47.6。其中，加氢保护剂的商品牌号为RG-20B；加氢脱金属催化剂的商品牌号为RDM-35、RDM-32和RDM-33，三种加氢脱金属催化剂的重量比为2：2：1；加氢脱硫催化剂的商品牌号为RMS-30；加氢保护剂、加氢脱金属催化剂和加氢脱硫催化剂均由淄博齐茂催化剂有限公司生产。

本实施例中，柴油加氢精制步骤（即，步骤（3））中使用的加氢精制催化剂为上一周期渣油加氢的二反中卸出的加氢脱硫催化剂，卸出的加氢脱硫催化剂（炭含量为14.5重量%）未经再生直接使用。

本实施例1按照图1示出的流程进行，稳定运行之后的流程如下。

（1）将减压渣油-1和加氢后催化裂化重柴油-1按重量比87：13（减压渣油-1：加氢后催化裂化重柴油-1）混合得到原料油A（其性质在表1中列出），将原料油A与氢气混合，并将得到的混合物送入双管反应器中，先后通过第一反应器和第二反应器，具体工艺条件在表2中列出。将第二反应器输出的混合物送入热高压分离器中进行分离，得到第一气相物流和液相物流。所述液相物流在常压分馏塔中进行分离，得到渣油加氢尾油（1标准大气压下，沸点为350℃以上的组分），其余产物输出。其中，得到的渣油加氢尾油的性质在表2中列出。

（2）将渣油加氢尾油送入催化裂化反应器中，在表2列出的渣油催化裂化条件下与催化裂化催化剂接触。将接触得到的催化裂化产物进行分离，得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻柴油、催化裂化重柴油-1（起始切割温度点为260℃，终馏切割温度点为350℃，性质在表3中列出）和催化裂化油浆，其中，干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻柴油和催化裂化油浆分别输出。

（3）将热高压分离器分离出的第一气相物流与催化裂化重柴油-1混合，并送入柴油加氢反应器中，与柴油加氢催化剂接触。得到的反应混合物进入高压分离器中，分离得到作为液相产物的加氢后催化裂化重柴油-1和第二气相物流。其中，柴油加氢处理的试验条件为：氢分压14.0MPa，试验温度370℃，氢油比500Nm³/m³，催化裂化重柴油-1的体积空速为1.50h^-1，得到的加氢后催化裂化重柴油-1的性质在表3中列出。

将加氢后催化裂化重柴油-1送入步骤（1）中与新鲜渣油混合后作为原料油进入渣油加氢反应器中。第二气相物流脱除H₂S后进入循环氢压缩机升压后，与新氢混合后与原料油混合进入双管反应器。

如此循环，连续运行360小时后，二反催化剂的积炭量在表2中列出。

对比例1

对比例1与实施例1的区别在于：不进行步骤（3），步骤（1）中的原料油为减压渣油-1与催化裂化重柴油-1以87：13的重量比混合得到的原料油B（性质在表1中列出）。

试验结果在表2中列出。

对比例2

对比例2与实施例1的区别在于：步骤（2）得到的催化裂化重柴油-1直接出装置，步骤（1）中的原料油为减压渣油-1（性质在表1中列出）。

试验结果在表2中列出。

表1

原料油名称	原料油A	原料油B	减压渣油-1
				密度（20℃），kg/m³	1004.6	1011.2	1012.8
粘度（100℃），mm²/s	289.3	291.5	665.3
				残炭，重量%	17.0	17.0	18.9
硫，重量%	3.9	4.0	4.5
				镍+钒，ppm（以重量计）	93.1	93.0	106.1
饱和烃，重量%	15.0	14.3	15.2
				芳烃，重量%	58.8	59.5	55.4
胶质，重量%	20.0	20.0	23.0
				沥青质（C₇不溶物），重量%	6.2	6.2	6.4

从表1的数据可以看出，原料油A仅含有13重量%的加氢后催化裂化重柴油，粘度就仅为减压渣油-1的43%，表明加氢后催化裂化重柴油能明显降低渣油的粘度。

表2

从表2的数据可以看出，实施例1中，二反催化剂的积炭量较对比例2下降0.7重量%，较对比例1则下降了0.3重量%，相当于将二反催化剂的使用周期延长分别延长了84和36天。这说明将加氢后催化裂化重柴油与渣油混合制备原料油，并将该原料油用于加氢能够有效地抑制渣油加氢反应器后部催化剂床层积炭，延长渣油加氢装置的操作周期。

从表2的数据还可以看出，实施例1得到的渣油加氢尾油中的残炭和沥青质含量较对比例1均下降了0.3重量%，较对比例2则分别下降了2.3重量%和0.5重量%。另外，实施例1得到的渣油加氢尾油的硫含量和镍钒含量也均低于对比例1和2。这说明使用加氢后催化裂化重柴油与渣油混合制备原料油，在大幅度降低进料粘度的同时，能够获得更好的加氢脱硫和脱金属效果，促进沥青质的转化，从而能够减轻后续催化裂化装置的负担。

表3

	催化裂化重柴油-1	加氢后催化裂化重柴油-1
			密度（20℃），kg/m³	1000.9	949.6
硫，重量%	0.89	0.09
			氮，mg/kg	471	144
链烷烃，重量%	7.1	6.7
			总环烷烃，重量%	1.6	7.1
总单环芳烃，重量%	2.3	56.4
			总双环芳烃，重量%	73.2	26.9
三环芳烃，重量%	15.8	2.9
			总芳烃，重量%	91.3	86.2

从表3的数据可以看出，即使采用从渣油加氢反应器卸出的未经再生的加氢脱硫催化剂作为催化裂化重柴油的加氢精制催化剂，也能够有效地脱除催化裂化重柴油中的硫氮，改善催化裂化重柴油的性质。并且，获得的加氢后催化裂化重柴油中的单环芳烃和双环芳烃含量仍然较高，适于作为渣油加氢处理的供氢剂，进而获得好的加氢处理效果。

实施例2

采用与实施例1相同的方法对渣油进行处理，不同的是，步骤（1）中，将减压渣油-1与加氢后催化裂化重柴油-1与以重量比92：8混合，从而制备原料油C（性质在表4中列出）。试验结果在表5中列出。

实施例3

采用与实施例1相同的方法对渣油进行处理，不同的是，步骤（2）中的催化裂化重柴油-2的起始切割温度点为240℃，终馏切割温度点为350℃，并将其送入步骤（3）中进行加氢，得到的加氢后催化裂化重柴油-2进入步骤（1）中，与减压渣油-1按减压渣油-1：加氢后催化裂化重柴油-2为87：13的重量比混合得到原料油D。

试验结果在表5中列出。

表4

原料油名称	原料油A	原料油C	原料油D
				密度（20℃），kg/m³	1004.6	1008.2	1004.0
粘度（100℃），mm²/s	289.3	415.5	278.1
				残炭，重量%	17.0	17.7	16.9
硫，重量%	3.9	4.2	3.9
				镍+钒，ppm（以重量计）	93.1	93.0	93.0
饱和烃，重量%	15.0	15.1	14.8
				芳烃，重量%	58.8	56.9	59.2
胶质，重量%	20.0	21.7	19.8
				沥青质（C₇不溶物），重量%	6.2	6.3	6.2

表5

表6

	催化裂化重柴油-2	加氢后催化裂化重柴油-2
			密度（20℃），kg/m³	989.9	942.8
硫，重量%	0.80	0.07
			氮，mg/kg	459	139
链烷烃，重量%	7.5	6.5
			总环烷烃，重量%	1.4	7.5
总单环芳烃，重量%	7.9	56.0
			总双环芳烃，重量%	71.2	25.1
三环芳烃，重量%	12.2	2.1
			总芳烃，重量%	91.3	85.8

尽管从表4数据来看，原料油D的粘度低于原料油A，但是从表5的数据可以看出，使用原料油A的实施例1的渣油加氢效果优于使用原料油D的实施例3。这说明，采用起始切割温度点为260℃以上的催化裂化重柴油能够获得更好的加氢处理效果。

实施例4

采用与实施例1相同的方法对渣油进行处理，不同的是，步骤（2）中的催化裂化重柴油-3（性质在表9中列出）的起始切割温度点为260℃，终馏切割温度点为350℃，并将其送入步骤（3）中进行加氢，得到的加氢后催化裂化重柴油-3，将加氢后催化裂化重柴油-3（性质在表9中列出）与减压渣油-2（性质在表7中列出）以加氢后催化裂化重柴油-3：减压渣油-2的重量比为13：87混合，从而制备原料油E（性质在表7中列出）。试验结果在表8中列出。

对比例3

对比例3与实施例4的区别在于：不进行步骤（3），直接将催化裂化重柴油-3与减压渣油-2以与实施例4相同的重量比混合得到的原料油F（性质在表7中列出）。试验结果在表8中列出。

对比例4

对比例4与实施例4的区别在于：步骤（2）得到的催化裂化重柴油-3直接出装置，步骤（1）中的原料油为减压渣油-2。试验结果在表8中列出。

表7

原料油名称	原料油E	原料油F	减压渣油-2
				密度（20℃），kg/m³	987.2	993.0	996.4
粘度（100℃），mm²/s	347.1	348.2	835.1
				残炭，重量%	12.7	12.7	14.5
硫，重量%	3.9	4.1	4.6
				镍+钒，ppm（以重量计）	108.1	108.2	123.0
饱和烃，重量%	22.4	21.5	23.2
				芳烃，重量%	52.9	53.8	49.1
胶质，重量%	18.0	18.0	20.7
				沥青质（C₇不溶物），重量%	6.7	6.7	7.0

表8

表9

	催化裂化重柴油-3	加氢后催化裂化重柴油-3
			密度（20℃），kg/m³	970.0	925.6
硫，重量%	0.62	0.07
			氮，mg/kg	461	8.6
链烷烃，重量%	10.6	11.8
			总环烷烃，重量%	4.2	9.6
总单环芳烃，重量%	6.9	62.3
			总双环芳烃，重量%	70.1	14.2
三环芳烃，重量%	8.2	2.1
			总芳烃，重量%	85.2	78.6

实施例5

采用与实施例1相同的方法对渣油进行处理，不同的是，渣油加氢处理步骤中，一反温度为405℃，二反温度为395℃。试验结果在表10中列出。

对比例5

采用与对比例2相同的方法对渣油进行处理，不同的是，渣油加氢处理步骤中，一反温度为405℃，二反温度为395℃。试验结果在表10中列出。

表10

实施例2-5的结果表明，本发明的方法不仅能够大幅降低渣油的进料粘度，获得更好的加氢效果，而且能够有效地抑制加氢反应器后部催化剂床层积炭，延长渣油加氢装置操作周期。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims

1.一种渣油加氢处理和催化裂化联合加工方法，该方法包括以下步骤：

2.根据权利要求1所述的方法，其中，以所述原料油的总量为基准，所述加氢后催化裂化重柴油的含量为3-20重量%，所述渣油的含量为80-97重量%。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述渣油为常压渣油和/或减压渣油。

4.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述渣油加氢处理条件包括：氢分压为5-22MPa，温度为330-450℃，所述原料油的体积空速为0.1-3h^-1，以及氢气与所述原料油的体积比为350-2000Nm³/m³。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述渣油催化裂化条件为MIP催化裂化工艺条件。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述MIP催化裂化工艺条件包括：将所述渣油加氢尾油与所述催化裂化催化剂在510-650℃接触0.5-2秒，将得到的油剂混合物在420-550℃反应1.5-20秒。

7.根据权利要求1、5和6中任意一项所述的方法，其中，渣油加氢尾油与催化裂化催化剂在提升管反应器中进行接触。

8.根据权利要求1、5和6中任意一项所述的方法，其中，所述催化裂化催化剂与所述渣油加氢尾油的重量比为3-15：1。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述柴油加氢精制条件包括：温度为310-410℃，氢分压为9-19MPa，氢气与所述催化裂化重柴油的体积比为300-1500Nm³/m³，以及所述催化裂化重柴油的体积空速为0.3-3h^-1。

10.根据权利要求1或9所述的方法，其中，所述柴油加氢催化剂为从渣油加氢反应器中卸出的加氢脱硫催化剂和/或加氢脱残炭催化剂。

11.根据权利要求1或9所述的方法，其中，步骤（3）中的至少部分氢气由步骤（1）中的所述气相物流提供。

12.根据权利要求1或9所述的方法，其中，所述催化裂化重柴油的起始切割温度点不低于180℃，终馏切割温度点不高于360℃。